(57)【要約】【課題】  汚泥を高効率かつ低コストに溶融処理すると同時に汚泥中のリンを回収する事も可能な汚泥ガス化溶融方法を提供する。【解決手段】  活性汚泥を汚泥乾燥設備に投入して乾燥かつ微粉化し、該乾燥汚泥を完全燃焼に必要な酸素量の０．２〜０．８倍の酸素と共にガス化溶融炉へ投入して１１００〜１６００℃で部分酸化し、可燃性ガスとスラグへ転換すると共に該活性汚泥に含有されるリンの一部を揮発し、該可燃性ガスを該ガス冷却器にて３００〜１０００℃に冷却した後、更に水洗浄塔で水噴霧により常温〜２５０℃に冷却すると共に凝縮したリン成分を回収し、該冷却後の可燃性ガスを脱硫設備で脱硫し、該脱硫後の可燃性ガスの一部又は全部を循環ラインを通して該汚泥乾燥設備へ燃料として投入する。【選択図】  図２
2005265273.tif 000002
【特許請求の範囲】
【請求項１】
活性汚泥を直接熱風と接触させて乾燥し、生じた乾燥汚泥を完全燃焼に必要な理論酸素量の０．２〜０．８倍の酸素と共に１１００〜１６００℃で部分酸化し、可燃性ガスとスラグへ転換すると共に該活性汚泥に含有されるリンの一部を揮発し、該可燃性ガスを３００〜１０００℃に冷却した後、更に水噴霧により常温〜２５０℃に冷却すると共に凝縮したリン成分を回収し、該冷却後の可燃性ガスを脱硫し、該脱硫後の可燃性ガスの一部又は全部を循環して、該活性汚泥の乾燥のための熱風発生用の燃料として投入することを特徴とする汚泥のガス化溶融方法。
【請求項２】
前記可燃性ガスに同伴されているダスト分を脱塵し、その後常温〜２５０℃に冷却することを特徴とする請求項１記載の汚泥のガス化溶融方法。
【請求項３】
前記乾燥汚泥の粒径を０．１μｍ〜３ｍｍ、水分含有量を２０質量％以下として、酸素と共に部分酸化することを特徴とする請求項１または２記載の汚泥のガス化溶融方法。
【請求項４】
直接加熱方式の汚泥乾燥設備の後段に、上部にガス冷却器が設けられたガス化溶融炉を設置し、その後段に水冷却塔、脱硫設備を配置し、更に、排ガスの該汚泥乾燥設備への循環ラインを設置したことを特徴とする汚泥のガス化溶融装置。
【請求項５】
前記水冷却塔の前段に、金属フィルター、セラミックスフィルター、又はサイクロンを設置したことを特徴とする請求項４記載の汚泥のガス化溶融装置。
【発明の詳細な説明】
【技術分野】
【０００１】
本発明は、主として下水の生物学的処理施設から発生する余剰の活性汚泥をガス化溶融処理すると同時に汚泥中に含有されるリンを回収し有効利用する方法に関するものである。
【背景技術】
【０００２】
下水を生物学的処理によって浄化する際に発生する余剰の活性汚泥（以下汚泥と略す）は、下水道の普及、また下水処理場における高度処理プロセス（窒素、リンの除去等）の導入等に伴って益々増加する傾向にある。これら汚泥は、現状ではその多くが減容化処理の後、単純に埋め立て処分されている。その際の汚泥の形態としては、脱水処理後のいわゆる脱水ケーキ（水分含有量８０質量％程度）、あるいは焼却処理後の焼却灰として埋め立てられる場合が大半を占めている。
【０００３】
また、近年では、埋め立て地の逼迫等の理由によって、更なる汚泥の減容化あるいは有効利用を狙いとして、汚泥の溶融処理が一部で実施されている。汚泥の溶融処理は、汚泥を灰の溶融点以上の高温雰囲気下で空気燃焼させることによって、汚泥をスラグへと変換し、汚泥の嵩密度の低減あるいは建設資材等としての有効利用を図る技術である。
【０００４】
汚泥は乾燥状態においては６３００〜２１０００ｋＪ／ｋｇ−dry程度の発熱量を持つのが一般的であるが、通常の下水処理場における最終形態である脱水ケーキの状態においては依然として８０質量％程度の大量の水分を含有しているため、熱損失（炉体からの放散熱、燃焼用空気中の同伴窒素による持ち出し顕熱、水の蒸発潜熱等）を加味すると汚泥自体の持つ発熱量のみで燃焼（すなわち自燃）させることは困難である。従って従来の汚泥焼却炉においては、何らかの方法（炉内へ直接添加する、空気予熱用燃料として使用する等）で補助燃料を使用することが必要不可欠である。なお、補助燃料削減を狙いとして、焼却炉から排出される高温排ガス中の顕熱を熱交換機等の熱回収設備によって間接的に回収し、燃焼空気の予熱に利用する場合が一般的である。
【０００５】
また、通常の汚泥溶融炉においては、溶融炉内を灰の溶融点以上の高温（１１００〜１６００℃程度、焼却炉は灰の融点以下の１０００℃以下）に保つ必要があり、脱水ケーキを直接炉内へ投入したのでは大量の補助燃料が必要なので極めて非効率となるため、事前に乾燥設備によって汚泥の乾燥作業を行う場合が一般的である。しかし、汚泥中の水分を削減して蒸発潜熱による熱損失を防いだ場合であっても、その他の熱損失を加味すると、汚泥を完全に燃焼させたとしても炉内温度を灰の融点以上の高温に維持することは困難であり、汚泥焼却炉の場合と同様、何らかの方法（炉内へ直接添加する、空気予熱用燃料として使用する等）で補助燃料を使用することが必要不可欠である。また当然、前段の乾燥設備においては別途乾燥のための熱源が必要となるが、外部からの燃料（補助燃料、例えば、重油、灯油、軽油、ＬＰＧ、ＬＮＧ、都市ガス、消化ガス等）の導入を極力抑えるため、溶融炉から排出される高温排ガス中の顕熱を廃熱ボイラーや熱交換機等の熱回収設備によって間接的に回収し、乾燥機における必要熱源の一部に充当して用いてやるのが一般的である。
【０００６】
一方、汚泥中には主に排水中に含有されるリンに由来する比較的高濃度のリンが蓄積していることが知られている。汚泥中に含まれるリン濃度は、通常のリン製造プロセスにおける原料であるリン鉱石と同等レベルに達する場合もあるため、近年汚泥を焼却したあとの焼却灰あるいは溶融したあとのスラグからリンを回収し有効利用を図る技術が提案されている。
【０００７】
例えば、特許文献１においては、汚泥を焼却処理した後の焼却灰を密閉型電気炉内で、炭素源と共に還元性雰囲気条件下において溶融処理することによって焼却灰中のリンを還元し、排ガスと共に飛散したリンを電気炉後段において回収するリンの回収方法が提案されている。
【０００８】
また、特許文献２においては、酸化性雰囲気下の溶融炉において汚泥または焼却灰を溶融処理して生成したスラグを炭素源と共に還元性雰囲気下の加熱炉内へ投入し、スラグに含有されるリンを還元することによって、加熱炉から高温ガスと共に排出されるリンを後段において回収するリンの回収方法が提案されている。
【特許文献１】特開平９−１４５０３８号公報
【特許文献２】特開２０００−２６４６１１号公報
【特許文献３】特開平１１−１５９７２２号公報
【非特許文献１】立石政治、小出典宏、田村隆「第３６回下水道研究発表会研究講演集」（社）日本下水道協会、１９９９年、p８６９
【非特許文献２】岩部秀樹、小出典宏、宗宮功  「下水道協会誌」（社）日本下水道協会、１９９９年、Ｖｏｌ．３６、Ｎo．４４３、p１１２
【非特許文献３】三羽宏明、町田茂  「第３６回下水道研究発表会研究講演集」（社）日本下水道協会、１９９９年、p８６６
【発明の開示】
【発明が解決しようとする課題】
【０００９】
図１に従来の汚泥中からのリン回収方法の基本フローを示す。従来の汚泥中のリン回収方法においては、汚泥を空気によって燃焼させることによって減容化する汚泥焼却炉１または汚泥溶融炉１の後段へ更にリン回収用の加熱炉２（焼却灰またはスラグを高温の還元性雰囲気下で溶融しリンを揮発させる）を設置する２段構成のプロセスとなっている。このようなプロセスにおいては、当然炉を２基分設置するため、設備コストは増大しかつ大きな設置スペースを必要とする。また、加えて汚泥焼却炉１（または汚泥溶融炉）とリン回収加熱炉２からそれぞれ排出される２系統の排ガスを別の排ガス処理設備３（熱回収設備、脱塵設備、リン回収設備、ガス冷却設備、脱硫設備等）において処理を行うため、設備構成は煩雑となり、設備コストおよび設置スペースは更に上乗せされてしまう。また、前記した通り、汚泥焼却炉１あるいは汚泥溶融炉１（汚泥乾燥機を含んだプロセス）においては補助燃料の使用が必要不可欠であり、また、後段のリン回収加熱炉２においては一般的に電気炉が使用されるため、従来のリン回収プロセスにおいては、燃料コスト、電力コスト等のユーティリティーコストも莫大になってしまうという問題もあった。
【００１０】
焼却炉または溶融炉において汚泥（場合によっては補助燃料も一緒に）を過剰の空気によって高温燃焼させて発生した大量かつ高温の排ガス（主成分はＮ２、ＣＯ２、Ｈ２Ｏ）から顕熱を回収するための一連の熱回収設備（廃熱ボイラー、熱交換機、空気予熱機等）は極めて大がかりなものとなり、設置コストおよび設備スペースが莫大なものとなるのは無論のこと、設備内部の伝熱面（例えばボイラーチューブ内部）における付着物の除去等、設備維持のために必要な定期的メンテナンス作業に関わるコストが大きくなり、かつメンテナンスに伴う装置停止期間の増大によって設備稼働率も低下してしまうという問題があった。例えば、非特許文献１によれば、リンを含有する汚泥を高温で溶融処理した場合、揮発したリンに起因する粘着性の大きなダストが生成し、ボイラーや煙道へ強固に付着するため、清掃等のメンテナンスに多大な労力を必要とすることが述べられている。更に、非特許文献１においては、ポリ硫酸第二鉄を事前に汚泥へ添加することによってリンの揮発を抑制することができると述べられているが、ポリ硫酸第二鉄のコストが上積みされてしまうという問題も無視できない。
【００１１】
特許文献３には、乾燥した汚泥を気流層の旋回式溶融炉において酸素または酸素富化空気によって部分燃焼し、高温の還元性ガスを生成させ、還元性ガスの顕熱を廃熱ボイラーによって回収した後に有効利用を行う汚泥の焼却方法が提案されている。しかし、炉内が還元性雰囲気下の場合、汚泥中に含有されるリンの揮発は促進されることが知られており、窒素含有量の少ない酸素または酸素富化空気を酸化剤として使用することによるガス容量の削減に伴う、廃熱ボイラーの小型化によるメリットは享受できるものの、依然として、リンに起因したダストのボイラーチューブへの付着等によるメンテナンスが過負荷となる問題があった。
【００１２】
また、排ガス中に含有される硫黄化合物等を原因とする設備腐食の問題から、１０００〜１６００℃程度の高温で排出された排ガス中の顕熱はいわゆる酸露点以上の温度である３００℃程度までにしか回収することができない。更に、間接的な熱交換方式の熱回収設備においてはある程度（交換熱量に対して１０％程度）の放熱（熱損失）を伴うのが普通である。従って、現状の汚泥焼却炉あるいは溶融炉においては、高温の排ガス顕熱（言い換えれば炉投入前（燃焼前）の汚泥および補助燃料の持つ発熱量）から回収可能な熱量には限界があるため、汚泥乾燥を含めたプロセス所要熱量の一部を賄うことしかできず、不足分は補助燃料の燃焼によって補充してやる必要があった。
【００１３】
本発明の目的は、汚泥を高効率かつ低コストに溶融処理すると同時に汚泥中のリンを回収する事も可能な汚泥ガス化溶融方法を提供することである。
【課題を解決するための手段】
【００１４】
上記目的を達成するための本発明の要旨は次の通りである。
（１）活性汚泥を直接熱風と接触させて乾燥し、生じた乾燥汚泥を完全燃焼に必要な理論酸素量の０．２〜０．８倍の酸素と共に１１００〜１６００℃で部分酸化し、可燃性ガスとスラグへ転換すると共に該活性汚泥に含有されるリンの一部を揮発し、該可燃性ガスを３００〜１０００℃に冷却した後、更に水噴霧により常温〜２５０℃に冷却すると共に凝縮したリン成分を回収し、該冷却後の可燃性ガスを脱硫し、該脱硫後の可燃性ガスの一部又は全部を循環して、該活性汚泥の乾燥のための熱風発生用の燃料として投入することを特徴とする汚泥のガス化溶融方法。
（２）前記可燃性ガスに同伴されているダスト分を脱塵し、その後常温〜２５０℃に冷却することを特徴とする（１）記載の汚泥のガス化溶融方法。
（３）前記乾燥汚泥の粒径を０．１μｍ〜３ｍｍ、水分含有量を２０質量％以下として、酸素と共に部分酸化することを特徴とする（１）または（２）記載の汚泥のガス化溶融方法。
（４）直接加熱方式の汚泥乾燥設備の後段に、上部にガス冷却器が設けられたガス化溶融炉を設置し、その後段に水冷却塔、脱硫設備を配置し、更に、排ガスの該汚泥乾燥設備への循環ラインを設置したことを特徴とする汚泥のガス化溶融装置。
（５）前記水冷却塔の前段に、金属フィルター、セラミックスフィルター、又はサイクロンを設置したことを特徴とする（４）記載の汚泥のガス化溶融装置。
【発明の効果】
【００１５】
本発明により、主に下水の生物学的処理施設から発生する余剰の活性汚泥を、高効率かつ低コストに溶融処理すると同時に汚泥中のリンを回収することが可能となる。
【発明を実施するための最良の形態】
【００１６】
以下、本発明を詳細に説明する。図２に本発明に関するフローシートを示す。
【００１７】
本フローにおける設備構成は、直接加熱方式の汚泥乾燥設備４の後段に、上部にガス冷却器８が設けられたガス化溶融炉７が設置され、その後段に、高温フィルター（金属フィルター、セラミックスフィルター等）またはサイクロン９、水冷却塔１０、脱硫設備１１が配置され、更に、排ガスの汚泥乾燥設備への循環ライン１５が設けられたものである。
【００１８】
汚泥乾燥設備４から排出された乾燥汚泥は気流床型のガス化溶融炉７へ気流搬送によって投入される。ガス化溶融炉７内において汚泥は酸素をガス化剤とした部分酸化反応（不完全燃焼）によって、１１００〜１６００℃の高温でガス化され、高温の可燃性ガス（主成分はＨ２、ＣＯ、ＣＨ４、ＣＯ２、Ｈ２Ｏ）とスラグへと転換される。
【００１９】
空気（すなわち空気中に含有される酸素）を過剰に加えることによって汚泥を完全燃焼させる必要のある通常の汚泥焼却炉あるいは汚泥溶融炉における炉内雰囲気は酸化性雰囲気となるが、本発明におけるガス化溶融炉７内においては酸素不足状態下での反応が起きるため還元性雰囲気となる。そのような高温の還元性雰囲気において汚泥を溶融した場合、汚泥中に含有されるリンの揮発が促進されることが知られている（例えば非引用文献２、３）。
【００２０】
従って、本ガス化溶融炉７へ投入された汚泥中に含有されるリンの多くは揮発（一部はリン酸態リンから元素態リンにまで還元される）し、高温の可燃性ガス中へ同伴され、ガス化溶融炉７から排出される。
【００２１】
なお、ガス化溶融炉７内の還元度が強いほどリンの揮発は促進されるため、汚泥以外の炭素源を汚泥と共に炉内へ吹き込むことによって炉内の還元度を高めてやっても良い。この際添加する炭素源としては、石炭（微粉炭）、コークス粉、木質バイオマス、廃プラスチック、石油残渣等種類を問わないが、炉内の還元度を高める要因としては、これら炭素源が持つ炭素（Ｃ）による還元効果だけではなく、これらの炭素源が汚泥と同時にガス化して発生する還元性ガス（主成分としてＣＯ、Ｈ２）による還元効果も大きい。従って、ガス化した際に汚泥よりも還元性ガスを多く発生する炭素源、すなわち炭素含有量が多くかつ酸素含有量の少ない炭素源（元素分析値におけるＯ／Ｃが汚泥よりも小さな炭素源）を添加することが望ましい。
【００２２】
なお、汚泥中においてリンの大部分はリン酸の形態で存在するが、還元性雰囲気下のガス化溶融炉７内において一部は還元され、元素態リン（リン単体、黄リン）の形態で揮発し、それ以外はリン酸態リン（リン酸化物）の形態で揮発する。
【００２３】
本発明において対象とする汚泥の種類は特に限定しないが、カルシウムあるいは鉄を大量に含有する汚泥はリンの揮発が抑制されることが知られているため（例えば非特許文献１、２）、排水処理工程において、カルシウムあるいは鉄に由来する薬剤が添加されていない汚泥を用いることが好適である。
【００２４】
ガス化溶融炉７から排出された揮発したリンを含んだ高温の可燃性ガスは、ガス冷却器８においてスプレー水あるいはクエンチガスを吹き込むことによって１０００℃以下にまで冷却し、ガスと共に上部へ飛散したスラグを融点以下の温度で固化することによって灰付着（スラッギング）トラブルを防止した後、脱塵設備である高温フィルター（金属フィルター、セラミックスフィルター等）またはサイクロン９において脱塵（ダスト分を分離）され、更に水冷却塔１０において冷却されることによって可燃性ガス中に含有されるリン成分（元素態リン、リン酸態リン）が凝縮する。これらは分離回収後、回収リンとして有効利用される。
【００２５】
ガス冷却器８の第一目的はスラグを固化させることよるトラブル回避であるが、水冷却塔９の前段に熱回収設備あるいは脱塵設備等の付帯設備を設置する場合には、それらの設備の耐熱温度以下にまでガス温度を低下させる役目（保護機能）も併せ持つことになる。それら付帯設備の仕様（耐熱温度）に応じて、ガス冷却器８出口温度は設定されるが、大部分のリンあるいはリン酸化合物が凝縮し始める３００℃を下回らない温度とすることが好適である。
【００２６】
水冷却塔９においては、リンあるいはリン酸化合物の中でも沸点の最も低い（２８１℃）黄リンまたは白リンが確実に析出する２５０℃以下の温度にまでガスを冷却することが好適である。２５０℃以下であれば常温まで冷却しても構わない。
【００２７】
なお、熱回収設備あるいは脱塵設備等の付帯設備を設置しない場合、ガス冷却器８を省略することも可能である。しかしこの場合、スラグの付着対策として、ガス化溶融炉７から水冷却塔９に至る煙道内の頻繁な清掃が不可欠となる。
【００２８】
本発明においては、従来の汚泥焼却炉および汚泥溶融炉と異なり、生成した可燃性ガスの持つ潜熱（発熱量）をプロセスに必要な熱源として利用可能であるため、炉から排出されるガスの持つ顕熱を回収するための熱回収設備（廃熱ボイラー、空気予熱器等）の設置は必須とはならない。無論、何らかの熱回収設備を設置して、更なる熱の有効利用を図っても構わないが、前記のように、揮発したリン成分を含有するダストが熱回収器の伝熱面に析出するため、頻繁なメンテナンスを行う必要がある。ただし、熱回収設備を設置した場合であっても、従来の焼却炉および溶融炉においては、炉から排出される排ガス量が極めて大量となる（空気による完全燃焼を行うため）のに対し、本発明において炉から排出される可燃性ガス量は大幅に少なくなることから、熱交換器の規模も削減することができ、メンテナンスに関わる労力も大幅に低減する。
【００２９】
また、本発明において、高温フィルターまたはサイクロン９を削減し、水冷却塔１０においてダスト分の除塵機能を併せ持たせても良い。この場合ダストの混入によって回収リンの純度は低下するため、別工程において精製を行う必要があるが、回収リン中のリン含有量は、一般的なリン鉱石あるいは汚泥焼却灰、汚泥スラグ中のリン含有量と比較して大きいため、精製に必要なエネルギーおよびコストも削減することができる。
【００３０】
水冷却塔１０から排出された可燃性ガスは脱硫設備１１において精製された後に、その全量あるいは一部を汚泥乾燥用燃料として汚泥乾燥設備４において利用する。なお、可燃性ガスの発熱量および生成量は、ガス化される汚泥の発熱量およびガス化条件に応じて変動するが、可燃性ガス全量を乾燥用燃料として利用してもなお乾燥に必要な熱源が不足する場合には、別途補助燃料を併用しても良い。また、逆に余剰の可燃性ガスが生じた場合、あるいは乾燥用に本可燃性ガス以外の別の熱源を使用した場合には、生成した可燃性ガスを乾燥以外の用途（例えば発電用燃料、メタノール等化学品合成原料、水素原料）に利用しても良い。
【００３１】
この際の汚泥乾燥設備４の方式としては、高温の熱風と汚泥を直接接触させる直接加熱方式のものが、粉砕機を用いずにまたは簡易かつ小型の粉砕機を介するだけで容易に微粉汚泥が得られる点において、また汚泥中の水分含有量を１０％以下にまで低減できる点において好適である。具体的には、気流乾燥機、熱風粉砕乾燥機、流動層式乾燥機、攪拌機付回転ドラム式乾燥機等、様々な種類のものが利用可能である。なお、図３に乾燥設備の１例を示すように、燃焼炉１２において可燃性ガスを燃焼させて発生した熱風を直接加熱式乾燥機１３へ導入する場合、直接加熱式乾燥機１３から排出された排ガスの一部を希釈用（温度調整用並びに発火防止用）に循環し、系外へ放出される排ガス量を低減することによって、排ガス処理設備（脱臭、脱塵等）の負荷を低減し、かつ排ガスの持ち出す熱量を削減することが望ましい。
【００３２】
また、図４に他の乾燥設備の１例を示すように、汚泥と直接接触する熱風を循環系とし、熱交換式の加熱炉１４において可燃性ガスと空気を燃焼させて生じた燃焼熱により循環系の熱風を間接的に加熱することも可能である。加熱炉１４の排ガスは、クリーンな（硫黄分を含有しない）可燃性ガスを燃焼させるために、そのまま大気放散することができる。この際、直接加熱式乾燥機１３を通過した熱風の一部（余剰ガス）は系外に抜き出す必要がある。この余剰ガスには硫黄分はほとんど含有されていないが、臭気成分が含有されるため、加熱炉１４へ導入して燃焼脱臭を行うことが望ましい。無論、専用の脱臭設備を別途設けても構わないが、設備コスト、運転コストの増加を招くという観点からは望ましくない。
【００３３】
なお、蒸気等の熱媒体を熱源とし、加熱壁を介した伝導伝熱によって汚泥を乾燥する、いわゆる間接加熱式の乾燥機を用いることも可能である。しかし、間接加熱式乾燥機はその特質上、乾燥後の汚泥を容易に気流搬送に適した微粉状態にすることが不可能であり、かつ蒸発潜熱に伴う溶融炉内熱損失を防ぐためにも好適である水分含有量２０質量％以下の乾燥汚泥とするためには、極めて伝熱面積の大きな巨大な乾燥機が必要となるため、更にはスチーム製造用ボイラーの設置は設備コストの増大につながるため現実的ではない。
【００３４】
このようにして汚泥乾燥設備４から排出された乾燥汚泥の発熱量は６３００〜２１０００ｋＪ／ｋｇ−dry程度であり、粒径は０．１μｍ〜３ｍｍ程度とすることが好ましく、水分含有量は０〜２０％程度である。粒径が３ｍｍよりも大きい場合でもガス化を行うことは可能であるが、ガス化速度の低下に伴い、未燃物が多くなり、汚泥のガス転換率が低下する。一方、乾燥汚泥または炭化汚泥の粒径を０．１μｍより小さくするためには、多くの動力を消費する特殊な粉砕機が別途必要となり、また、０．１μｍより小さな粒径は、逆に気流搬送する際の配管閉塞または供給用ホッパーの棚つり等のトラブル原因となるので、粒径は上記の範囲とすることが好ましい。直接加熱方式の汚泥乾燥設備を使用することで、通常は粒径を３ｍｍ以下とすることができ、もし、３ｍｍ以上が生じた場合でも小型の汎用粉砕機を用いるだけで簡単に３ｍｍ以下とすることが可能である。
【００３５】
なお、ガス化溶融炉７の蒸発潜熱による効率低下を防止するため、また、汚泥の粒径を３ｍｍ以下とするためには、汚泥中の水分含有量は極力２０％以下とすることが望ましい。
【００３６】
ガス化溶融炉７内の温度は、汚泥中に含まれる灰分の融点に応じた温度に設定され、灰分の融点よりも高い温度とするので１１００℃以上とするが、必要以上の高温とすることは、ガス化溶融炉７内の炉壁の寿命を極度に短縮し、かつ放熱による熱損失も増加するために好ましくないので１６００℃以下とする。
【００３７】
ガス化の際にガス化剤として添加する酸素は同伴窒素による持ち出し顕熱を削減する観点から、可能な限り高濃度酸素を用いることが好ましい。しかし、必要以上に高濃度の酸素を製造することは投入エネルギーの増大等デメリットが増すばかりであり、ガス化そのものに与える影響は少ないため、ここで用いる酸素は一般的な酸素製造法（圧力スイング吸着法〈ＰＳＡ〉、深冷分離法）によって製造可能な濃度（８０％以上）で良い。
【００３８】
本発明例においては、酸素を製造するためのエネルギー（電力）が別途必要となるが、従来法と比較して炉出口以降のガス処理関係の設備規模を大幅に縮小できるため、その部分での電力削減分で充分にカバーすることができる。
【００３９】
ここで添加する酸素量は、汚泥を完全燃焼させるために必要な酸素量（いわゆる理論酸素量）よりも少ない酸素量とする。その割合は汚泥発熱量およびガス化溶融炉内温度を何度に設定するかによって異なるが、理論酸素量を１とした場合の割合で０．２〜０．８の範囲内で調整することが好適である。０．２未満の酸素比では、ガス化せずに未燃物へと転換する炭素および水素が極めて多くなるため、また、０．８を超過する酸素比では、可燃性ガス（ＣＯ、Ｈ２、ＣＨ４等）へ転換する割合が低くなり、大部分が燃焼ガス（ＣＯ２、Ｈ２Ｏ）まで転換してしまうため、本発明の目的からして好ましくない。
【００４０】
また、ガス化溶融炉７内の温度制御の目的も兼ねて、ガス化剤としてスチームを酸素と併用しても良い。
【００４１】
なお、ガス化溶融炉７内の圧力は特に規定しないが、大気圧よりも低い圧力とした場合には、外部からの空気の漏れ込みによる爆発の危険性があるため好ましくない。また、大気圧よりも高い加圧条件とする場合にはガス化溶融炉７をコンパクトにすることのできるメリットもある。
【００４２】
本発明で使用する汚泥として、下水汚泥以外に、産業排水の生物学的処理施設から発生する余剰の活性汚泥（例えば、コークス炉排水（安水）処理設備、ステンレス酸洗排水の処理設備、各種食品工場の排水処理設備から排出される余剰汚泥等）を用いても良い。
【実施例１】
【００４３】
図２に示したフローに従って、本発明例を実施した。図５にプロセスのマスバランス（試験結果）を示す。
【００４４】
使用した下水汚泥の分析値を表１に示す。なお、この汚泥は下水処理場の脱水機から排出されたもの（脱水ケーキ）である。
【００４５】
【表１】
2005265273.tif 000003
【００４６】
下水汚泥（脱水ケーキ）１００ｔ／dayを、直接加熱式の回転ドラム型汚泥乾燥設備４において乾燥後、生成した微粉汚泥（水分含有量５質量％、平均粒径２２０μｍ）を汚泥供給ホッパー５より、酸素製造装置６の副産物である窒素による気流搬送によってガス化溶融炉７へ投入した。ガス化溶融炉７内において、汚泥は酸素と共に、温度１４００℃でガス化溶融され、高温の可燃性ガスおよびスラグへと転換すると同時に汚泥中に含有されるリンの一部がガス中へ揮発した。生成した高温の可燃性ガスはガス化溶融炉７の上部のガス冷却器８において水スプレーによって７００℃まで冷却された後、高温フィルター９へ導入され、ダスト分を除去した後、更に水冷却塔１０へ導入された。水冷却塔１０において高温の可燃性ガスは４０℃以下の常温にまで冷却されるが、この際、ガス中に含有されるリンは凝縮しガスと分離され、回収リンとして系外へ抜き出された。なお、ここで固形状態あるいは液体状態として回収されたリンはＰ２Ｏ５に換算して４０５ｋｇ／dayであり、生来汚泥中に含有されるリンの中の４１％を回収することができた。水冷却塔１０から排出された排出された可燃性ガスは脱硫設備１１において処理された後、その全量をクリーンな燃料ガスとして汚泥乾燥設備４へ導入し、乾燥熱源として利用した。なお、本実施例に関して、ガス化溶融炉において補助燃料は一切必要なかったが、汚泥乾燥設備４においては、ガス化溶融炉において生成した可燃性ガスのみでは必要熱量が不足したため、若干の補助燃料を添加した。
【００４７】
表２に本発明例（実施例１）および従来のリン回収プロセス（流動床型汚泥焼却炉＋リン回収用電気式加熱炉）におけるユーティリティー使用量を示す。本発明例においては、従来法よりも補助燃料使用量および電力使用量を大幅に削減できた。また、従来法よりも設備構成が極めてシンプルであるため、設備コストおよび設備設置スペースも大幅に削減可能であった。
【００４８】
【表２】
2005265273.tif 000004
【実施例２】
【００４９】
図２に示したフローに従って、本発明例を実施した。図６にプロセスのマスバランス（試験結果）を示す。
【００５０】
使用した下水汚泥の分析値を表３に、また下水汚泥と共に炭素源としてガス化溶融炉７へ添加した石炭チャーの分析値を表４に示す。なお、この汚泥は下水処理場の脱水機から排出されたもの（脱水ケーキ）であり、石炭チャーは微粉炭を８００℃の空気を遮断した状態で急速熱分解することによって得られたものである。
【００５１】
【表３】
2005265273.tif 000005
【００５２】
【表４】
2005265273.tif 000006
【００５３】
下水汚泥（脱水ケーキ）１００ｔ／dayを、直接加熱式の汚泥乾燥設備４において乾燥後、生成した微粉汚泥（水分含有量５質量％、平均粒径２２０μｍ）を炭素源である石炭チャー（２．４ｔ／day）と混合後、汚泥供給ホッパー５より、酸素製造装置６の副産物である窒素による気流搬送によってガス化溶融炉７へ投入した。ガス化溶融炉７内において、汚泥および炭素源は酸素と共に、温度１４００℃でガス化溶融され、高温の可燃性ガスおよびスラグへと転換すると同時に汚泥中に含有されるリンの一部がガス中へ揮発した。生成した高温の可燃性ガスはガス化溶融炉７の上部のガス冷却器８において水スプレーによって７００℃まで冷却された後、水冷却塔１０へ導入され４０℃以下の常温にまで冷却されるが、この際、ガス中に含有されるリンは凝縮しガスと分離され、ダストと共に回収リンとして系外へ抜き出された。なお、ここで固形状態あるいは液体状態として回収されたリンはＰ２Ｏ５に換算して５５０ｋｇ／dayであり、生来汚泥中に含有されるリンの中の５６％を回収することができた。水冷却塔１０から排出された排出された可燃性ガスは脱硫設備１１において処理された後、その全量をクリーンな燃料ガスとして汚泥乾燥設備４へ導入し、乾燥熱源として利用した。なお、本実施例に関して、ガス化溶融炉７および汚泥乾燥設備４をあわせたプロセス全体において補助燃料は一切必要としなかった。
【００５４】
表５に本発明例（実施例２）および従来のリン回収プロセス（流動床型汚泥焼却炉＋リン回収用電気式加熱炉）におけるユーティリティー使用量を示す。本発明例においては、従来法よりも補助燃料使用量および電力使用量を大幅に削減できた。また、従来法よりも設備構成が極めてシンプルであるため、設備コストおよび設備設置スペースも大幅に削減可能であった。
【００５５】
【表５】
2005265273.tif 000007
【図面の簡単な説明】
【００５６】
【図１】従来技術に関するフローシートである。
【図２】本発明に関するフローシートである。
【図３】本発明の乾燥設備に関するフローシートである。
【図４】本発明の乾燥設備に関するフローシートである。
【図５】本発明の実施例におけるプロセスのマスバランス（試験結果）である。
【図６】本発明の実施例におけるプロセスのマスバランス（試験結果）である。
【符号の説明】
【００５７】
１  汚泥焼却炉または汚泥溶融炉
２  リン回収加熱炉
３  排ガス処理設備
４  汚泥乾燥設備
５  汚泥供給ホッパー
６  酸素製造装置
７  ガス化溶融炉
８  ガス冷却器
９  高温フィルターまたはサイクロン
１０  水冷却塔
１１  脱硫設備
１２  燃焼炉
１３  直接加熱式乾燥機
１４  加熱炉
１５  排ガスの汚泥乾燥設備への循環ライン
【図１】
2005265273.tif 000008
【図２】
2005265273.tif 000009
【図３】
2005265273.tif 000010
【図４】
2005265273.tif 000011
【図５】
2005265273.tif 000012
【図６】
2005265273.tif 000013